已知液体流量、密度及管程，如何确定管道直径、液体流速

本人希望在此搞一换热器专贴，以方便相关行业人员，一起探讨，共同成长．也希望大家多多支持，上传更多相关资料方便大家共享与学习（也很希望版主的支持与关注，能给提供资料和帮人很好解答问题的朋友予以奖励，使大家积极性更高）．一人有难时，大家能八方支援．谁要总结出一些关于这方面的经验或心得，能拿出来与大家分享那是最好，使后来人能站在巨人肩膀上更好成长．先以下面此文开篇（申明：不是本人自己总结，从别处看得，觉得很好，以此开篇，后面将陆续补上一些，我之前收集的关于换热器方面的资料，希望对大家有帮助）

换热器设计思路及相关知识

一 、前言

换热器分类：

管壳式换热器根据结构特点可分为下列两类。

1.刚性结构的管壳式换热器：这种换热器又成为固定管板式，通常可分为单管程和多管程两种。它的优点是结构简单紧凑、造价便宜和应用较广；缺点是管外不能进行机械清洗。

2.具有温差补偿装置的管壳式换热器：它可使受热部分自由膨胀。该结构形式又可分成：

① 浮头式换热器：这种换热器的一端管板能自由伸缩，即所谓“浮头”。他适用于管壁和壳壁温差大，管束空间经常清洗。但它的结构较复杂，加工制造的费用较高。

② U形管式换热器：它只有一块管板，因此管子在受热或冷却时，可以自由伸缩。这种换热器的结构简单，但制造弯管的工作量较大，且由于管子需要有一定的弯曲半径，管板的利用率较差，管内进行机械清洗困难，拆换管子也不容易，因此要求通过管内的流体是清洁的。这种换热器可用于温差变化大，高温或高压的场合。

③ 填料函式换热器：它有两种形式，一种是在管板上的每根管子的端部都有单独的填料密封，以保证管子的自由伸缩，当换热器内的管子数目很少时，才采用这种结构，但管距比一般换热器要大，结构复杂。另一种形式是在列管的一端与外壳做成浮动结构，在浮动处采用整体填料函密封，结构较简单，但此种结构不易用在直径大、压力高的情况。填料函式换热器现在很少采用。

二、设计条件的审查：

1. 换热器的设计，用户应提供一下设计条件（工艺参数）：

① 管、壳程的操作压力（作为判定设备是否上类的条件之一，必须提供）

②管、壳程的操作温度（进口/出口）

③金属壁温（工艺计算得出（用户提供））

④物料名称及特性

⑤腐蚀裕量

⑥程数

⑦换热面积

⑧换热管规格，排列形式（三角形或正方形）

⑨折流板或支撑板数量

⑩保温材料及厚度（以便确定铭牌座伸出高度）

⑾油漆:　Ⅰ.如用户有特殊要求，请用户提供牌号，颜色

Ⅱ.用户无特殊要求，设计人员自己选定

2. 几个重点设计条件

①操作压力：作为判定设备是否上类 的条件之一，必须提供

②物料特性：如用户不提供物料名称则必须提供物料的毒性程度。

因为介质的毒性程度关系到设备的无损监测、热处理、锻件的级别

对于上类设备，还关系到设备的划分

a. GB150 10.8.2.1(f)图样注明盛装毒性极度危害或高度危害介质的

容器100%RT.

b. 10.4.1.3 图样注明盛装毒性为极度或高度危害介质的容器，应进行焊后热处理（奥氏体不锈钢的焊接接头可不进行热处理）

c.锻件. 使用介质的毒性为极度或高度危害性的锻件应符合Ⅲ级或Ⅳ级要求。

③管规格：

常用的 　碳钢 φ19×2，φ25×2.5，φ32×3， φ38×5

不锈钢φ19×2，φ25×2， φ32×2.5，φ38×2.5

换热管的排列形式：三角形，转角三角形，正方形，转角正方形。

★ 换热管间需要机械清洗时，应采用正方形排列。

三、基本设计参数的确定

1．设计压力，设计温度，焊接接头系数

2．直径：DN<400的圆筒，采用钢管。

DN≥400的圆筒，采用钢板卷制。

16”钢管------与用户商量采用钢板卷制。

3．布置图：

根据换热面积、换热管规格画布置图，确定换热管数量。

如果用户提供了布管图，也要复核布管是否在布管限定圆以内。

★布管的原则：

①在布管限定圆内应布满管。

②多管程的各管程数应尽量相等。

③换热管应对称排列。

4．材料

强调以下两点：

①换热器圆筒的碳素钢、低合金钢钢管应采用无缝钢管。

符合GB150----1998附录A4.2的奥氏体不锈钢焊接钢管，可用做换热器圆筒。

其使用范围有一些限制：

a.焊接钢管应采用不添加填充金属的自动电弧焊或电阻焊焊接方法制造。

b.技术要求符合A4.2.1：壁厚允许偏差为±12.5%，弯曲度不大于1.5㎜/m,逐根进行涡流或射线检测，逐根进行水压实验。

c,使用规定按 A4.2.2；

设计压力不大于6.4Mpa

壁厚不大于8㎜；

不得用于毒性程度为极度危害的介质；

许用应力为相应钢号无缝钢管的许用应力乘以0.85的焊接接头系数。

②管板本身具有凸肩并与圆筒（或封头）连接时，应采用锻件。由于采用此种结构的管板一般都用于压力较高、易燃、易爆、以及毒性程度为极度、高度危害的场合，对管板要求较高，管板也较厚。为避免凸肩处产生加渣、分层、及改善凸肩处纤维受力的状况，减少加工量，节约材料，采用凸肩与管板直接锻造出来的整体锻件来制造管板

5．换热器与管板的连接方式

管子于管板的连接，在管壳式换热器的设计中是一个比较重要的结构部分。他不仅加工工作量大，而且必须使每一个连接处在设备运作中，保证介质无泄漏及承受介质压力能力。

下列转载的文章供你参考：列管式换热器的设计和选用（1） 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题

◎ 冷、热流体流动通道的选择

　具体选择冷、热流体流动通道的选择

在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则：

a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。

b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。

c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。

d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。

e) 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。

f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。

g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。

以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。

◎ 流速的选择

　常用流速范围流速的选择

流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。

表4.7.1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体

宜结垢液体

气 体0.5～0.3

>1

5～300.2～1.5

>0.5

3～15

表4.7.2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度 最大流速 m/s>1500

1000～500

500～100

100～53

35～1

>10.6

0.75

1.1

1.5

1.8

2.4◎ 流动方式的选择

　流动方式选择流动方式的选择

除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。

当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。

◎ 换热管规格和排列的选择

　具体选择 换热管规格和排列的选择

换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有 ，φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2, 的耐酸不锈钢管。

按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。

管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。

图4.7.11 管子在管板上的排列

◎ 折流挡板

　折流挡板间距的具体选择折流挡板

安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。

对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。

　a.切除过少　b.切除适当 c.切除过多

图4.7.12　挡板切除对流动的影响

挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：

固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种

浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。（2）流体通过换热器时阻力的计算

换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P<105 (绝对压力)

0～105 (表压)

>105 (表压)0.1P

0.5P

>5×104 Pa◎ 管程阻力

　管程阻力可按一般摩擦阻力计算式求得。

　具体计算公式管程阻力损失

管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力 应是各程直管摩擦阻力 、每程回弯阻力 以及进出口阻力 三项之和。而 相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失 ：

　

　式中 　每程直管阻力 ；

每程回弯阻力 ；

Ft－结构校正系数，无因次，对于 的管子，Ft=1.4，对于 的管子Ft=1.5；

Ns－串联的壳程数，指串联的换热器数；

Np－管程数；

由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即

　 ∝

对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。

◎ 壳程阻力

　对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。

　埃索法计算公式壳程阻力损失

对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：

　

　式中 -壳程总阻力损失， ；

-流过管束的阻力损失， ；

-流过折流板缺口的阻力损失， ；

Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；

Ns-壳程数；

　又管束阻力损失 　

折流板缺口阻力损失

　式中 -折流板数目；

　 -横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束， ；对于正方形排列的管束， ， 为每一壳程的管子总数；

　B-折流板间距，m；

　D-壳程直径，m；

　 -按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s；

　F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；

　 -壳程流体摩擦系数，根据 ，由图4.7.13求出（图中t为管子中心距），当 亦可由下式求出：

因 ， 正比于 ，由式4.7.4可知，管束阻力损失 ，基本上正比于 ，即

∝

若挡板间距减小一半， 剧增8倍，而表面传热系数 只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。

图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用(续)　（3）列管式换热器的设计和选用的计算步骤

设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力 。根据传热速率基本方程：

当Q和 已知时，要求取传热面积A必须知K和 则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。

◎ 初选换热器的规格尺寸

◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数 大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。

◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。

◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 ◎ 计算管、壳程阻力

在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。

◎ 核算总传热系数

分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。

◎ 计算传热面积并求裕度

根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为：

换热器的传热强化途径如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。

依总传热速率方程：

强化方法：提高 K、A、 均可强化传热。

◎提高传热系数K

热阻主要集中于 较小的一侧，提高 小的一侧有效。

◆ 降低污垢热阻

◆ 提高表面传热系数

　 提高 的方法：

无相变化传热：

　1） 加大流速；

　2）人工粗造表面；

　3）扰流元件。 有相变化传热：

蒸汽冷凝 ：

　1）滴状冷凝，

　2）不凝气体排放，

　3）气液流向一致 ，

　4）合理布置冷凝面，

　5）利用表面张力 （沟槽 ，金属丝）液体沸腾：

　1）保持核状沸腾，

　2） 制造人工表面，增加汽化核心数。

◎ 提高传热推动力

　加热蒸汽P ，

◎ 改变传热面积A

关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。

单管程是指管程里的介质一次性通过管程(管程就是介质通过管子内的空间)多管程指管程内的介质一次通过一部分管子,可往返通过多次,提高换热效率.挡板(管箱内隔板)的作用,就是用于分流,把管程内的介质分流,使介质能够多次往返于管内,提高换热效率,是多管程换热器的必备材料.

压力容器的分类方法很多，从使用、制造和监检的角度分类，有以下几种。

(1)按承受压力的等级分为：低压容器、中压容器、高压容器和超高压容器。

(2)按盛装介质分为：非易燃、无毒；易燃或有毒；剧毒。

(3)按工艺过程中的作用不同分为：

①反应容器：用于完成介质的物理、化学反应的容器。

②换热容器：用于完成介质的热量交换的容器。

③分离容器：用于完成介质的质量交换、气体净化、固、液、气分离的容器。

④贮运容器：用于盛装液体或气体物料、贮运介质或对压力起平衡缓冲作用的容器。 压力容器分类应当先按照介质特性，按照以下要求选择分类图，再根据设计压力p（单位MPa）和容积V（单位L），标出坐标点，确定容器类别：

(1)对于第一组介质，压力容器的分类见图A-1。

(2)对于第二组介质，压力容器的分类见图A-2。

图A-1 压力容器分类图—第一组介质

图A-2 压力容器分类图—第二组介质 多腔压力容器（如换热器的管程和壳程、夹套容器等）按照类别高的压力腔作为该容器的类别并且按该类别进行使用管理。但应当按照每个压力腔各自的类别分别提出设计、制造技术要求。对各压力腔进行类别划定时，设计压力取本压力腔的设计压力，容积取本压力腔的几何容积。

1．同腔多种介质容器分类

一个压力腔内有多种介质时，按组别高的介质分类。

2． 介质含量极小容器分类

当某一危害性物质在介质中含量极小时，应当按其危害程度及其含量综合考虑，由压力容器设计单位决定介质组别。 (1)坐标点位于图A-1或者图A-2的分类线上时，按较高的类别划分其类别。

(2)对于GB 5044和HG 20660两个标准中没有明确规定的介质，应当按化学性质、危害程度及其含量综合考虑，由压力容器设计单位决定介质组别。(3)本规程1.4条范围内的压力容器统一划分为第Ⅰ类压力容器。 压力容器的设计压力（p）划分为低压、中压、高压和超高压四个压力等级：

(1)低压(代号L) 0.1MPa≤p<1.6MPa

(2)中压(代号M) 1.6MPa≤p<10.0MPa

(3)高压(代号H) 10.0MPa≤p<100.0MPa

(4)超高压(代号U) p≥100.0MPa。 压力容器按在生产工艺过程中的作用原理，分为反应压力容器、换热压力容器、分离压力容器、储存压力容器。具体划分如下：

(1)反应压力容器（代号R）：主要是用于完成介质的物理、化学反应的压力容器，如反应器、反应釜、分解锅、硫化罐、分解塔、聚合釜、高压釜、超高压釜、合成塔、变换炉、蒸煮锅、蒸球、蒸压釜、煤气发生炉等。

(2)换热压力容器（代号E）：主要是用于完成介质的热量交换的压力容器，如管壳式余热锅炉、热交换器、冷却器、冷凝器、加热器、消毒锅、染色器、烘缸、蒸炒锅、预热锅、溶剂预热器、蒸锅、蒸脱机、电热蒸汽发生器、煤气发生炉水夹套等。

(3)分离压力容器（代号S）：主要是用于完成介质的流体压力平衡缓冲和气体净化分离的压力容器，如分离器、过滤器、集油器、缓冲器、洗涤器、吸收塔、铜洗塔、干燥塔、汽提塔、分汽缸、除氧器等。

(4)储存压力容器（代号C，其中球罐代号B）：主要是用于储存、盛装气体、液体、液化气体等介质的压力容器，如各种型式的储罐。

在一种压力容器中，如同时具备两个以上的工艺作用原理时，应当按工艺过程中的主要作用来划分品种。 与其他技术标准，与其他管理规定的关系：

本规程是固定式压力容器的基本安全性能保证，也是必须满足和达到的安全要求，其他标准不得低于本规程的各项规定

不符合本规定时，如何处理：

指“三新”试验、研究数据报告报国家质检总局委托技术机构评审、处理，并将结果经总局批准后进行试制

相关标准

（1）国 标

GB150-2011 压力容器

GB151-1999 钢制管壳式换热器

GB18442-2001 低温绝热压力容器

GB50094-98 球形储罐施工及验收规范

GB50128-2005 立式圆筒形钢制焊接储罐施工及验收规范

3

（2）机 械 部

JB4700--2000 压力容器法兰

JB4708-2000 钢制压力容器焊接工艺评定

JB/T4709-2000 钢制压力容器焊接规程

JB4710-2005 钢制塔式容器

JB4726-2000 压力容器用碳素钢和低合金钢锻件

JB4727-2000 低温压力容器用低合金钢锻件

JB4728-2000 压力容器用不锈钢锻件

JB4731-2005 钢制卧式容器

JB4732-95 钢制压力容器－分析设计标准及标准释义

JB/T4734-2002 铝制焊接容器

JB/T4735-1997 钢制焊接常压容器

JB4736-2002 补强圈

JB/T4745-2002 钛制焊接容器

JB/T5104-91 焊接接头脆性破坏的评定

JB6917-1998 制冷装置用压力容器

JB/T6920-1993 管壳式油冷器用换热管

JB/T8930-1999 冲压工艺质量控制规范

（3）石 油 部

SY/T0404-98 加热炉工程施工及验收规范

SY/T0419-97 油田专用水套加热炉制造、安装及验收规范

SY/T0448-97 油田油气处理用钢制压力容器施工及验收规范

SY/T0449-97 油气田用钢制常压容器施工及验收规范

SY/T0469-98 石油建设工程质量检验评定标准（油田钢制容器及加热炉制作）

SY/T0538-2004 管式回热炉规范

SY/T4004-90 管式加热炉工程施工及验收规范

SY4024-93 石油建设工程质量检验评定标准（通则）

SY4026-93 石油建设工程质量检验评定标准（储罐工程）

SY/T4041-95油田专用湿蒸汽发生器安装及验收规范

SY/T4069-93 石油建设工程质量检验评定标准（油田钢制容器制作）

SY4081-95 钢质球形储罐抗震鉴定技术标准

SY6279-1997 大型塔类设备吊装安全规程

SY6444-2000 石油工程建设施工安全规定

SY6457-2000 含硫天然气管道安全规程

SY/T10006-2000 结构钢管制造规范

化工

HG20517-92 钢制低压湿式气柜

HG20536-93 聚四氟乙烯衬里设备

HG20545-92 化学工业炉受压元件制造技术条件

HG/T20589-96 化学工业炉受压元件强度计算规定

HG21502.1-92 钢制立式圆筒形固定顶储罐系列

HG21502.2-92 钢制立式圆筒形内浮顶储罐系列

HG21503-92 钢制固定式薄管板列管换热器

HG21504.1～2-92 玻璃钢储槽标准系列

HG21504.1-92 玻璃钢储槽标准系列VN0.5-100立方米

HG21504.2-92 拼装式玻璃钢储罐标准系列（VN100-500立方米）

HG21505-92 组合式社镜

HG21506-92 补强圈

HG/T3112-1998 浮头列管式石墨换热器

HG/T3113-1998 YKA型圆块孔式石墨换热器

HG/T3114-1998 聚丙烯海尔环填料

HG/T3116-1998 玻璃设备、管道和配件检验、安装和使用的一般规则

HG/T3117-1998 耐酸陶瓷容器

HG/T3124-1998 焊接金属波纹管釜用机械密封技术条件

HG/T3126-1998 搪玻璃蒸馏容器

HG3129-98 整体多层加紧式高压容器

HGJ208-83 高压化工设备施工及验收规范

HGJ209-83 中低压化工设备施工及验收规范

HGJ210-83 圆桶形钢制焊接贮罐施工及验收规范

HGJ211-85 化工塔类设备施工及验收规范

HGJ212-83 金属焊接结构湿式气柜施工及验收规范

10

HGJ226-87 管式炉安装工程施工及验收规范

HGJ230-88 乙烯装置裂解炉施工及技术规程

（4）中 石 化

SH3074-95 石油化工钢制压力容器

SH3075-95 石油化工钢制压力容器材料选用标准

SH3512-2002 球形储罐工程施工工艺标准

SH3513-2000 石油化工铝制料仓施工及验收规范

SH3524-99 石油化工钢制塔、容器现场组焊施工工艺标准

15

SH3065-94 石油化工管式炉急弯弯管技术标准

SH3074-95 石油化工钢制压力容器

SH3075-95 石油化工钢制压力容器材料选用标准

SH3086-1998 石油化工管式炉钢结构工程及部件安装技术条件

SH3087-1997 石油化工管式炉耐热钢铸件技术标准

SH/T3112-2000 石油化工管式炉炉管胀接工程技术条件

SH/T3113-2000 石油化工管式炉燃烧器工程技术条件

SH/T3114-2000 石油化工管式炉耐热铸铁件工程技术条件

SH/T3414-1999 钢制立式轻质油罐罐下采样器选用、检验及验收

SH3504-2000 催化裂化装置反应再生系统设备施工及验收规范

SH3506-2000 管式炉安装工程施工及验收规范

SH3512-2002 球形储罐工程施工工艺标准

16

SH3513-2000 石油化工铝制料仓施工及验收规范

SH3529-93 石油化工企业厂区竖向布置工程施工及验收规范

SH3530-2001 石油化工立式圆筒形钢制储罐施工工艺标准

SH3532-95 石油化工换热设备施工及验收规范

SH3534-2001 石油化工筑炉工程施工及验收规范

SH/T3537-2002 立式圆筒形低温储罐施工技术规程

乙二醇制冷原理很简单，制取1-4℃的冷冻水目前常用方式有两种：A、采用氨作制冷剂，开放式钢管作蒸发器的氨制冷系统；B、采用氟利昂作制冷剂，乙二醇作载冷剂，壳管式换热器作换热设备的氟利昂制冷系统。根据实际使用情况，A方案氨制冷系统由于采用开放式钢管作蒸发器，氨的冷量是通过冷冻水流过蒸发器时传递给冷冻水，在这个过程中水流速度太小，即使加装搅拌器，冷冻水流速也很难控制且分布很不均匀，故经常出现开放式钢管蒸发器表面结冰而且水温难以降到设计值。同时，使用时间久后钢管蒸发器被冷冻水腐蚀出现泄漏现象。由于开放式钢管表面结冰，虽然不会破坏开放式钢管蒸发器，但因氨的冷量不能及时传递给冷冻水，长时间后会导致压缩机卸载停机甚至报警，更为严重时发生液压缩破坏压缩机，不能满足生产需要。B方案采用氟利昂作制冷剂，乙二醇作载冷剂，增加壳管式换热器。在安装时，乙二醇走壳程，冷冻水走管程。由于水系统采用循环水泵强制换热，且冷冻水走管程，所以冷冻水流速快、稳定、无死角，可以防止出现结冰现象。另一方面，由于增加了载冷剂，因此氟利昂蒸发温度较低为-10℃，所以这种氟利昂制冷系统能效比相对较低，但可以制取1-2℃冷冻水。故此方案适合于需要提供1-2℃冷冻水的场合。所以乙二醇制冷还是通过间接制造出的冷量，真正的大幅冷量还是需要制冷剂专业制冷，然后通过载冷剂传递冷量。

氟(F)利昂氟制冷剂(F)是一个极具环境保护功能的产品，其可以有效地防止臭氧层破坏，也就是将温室效应的影响降到最低，同时它还可作为制冷工业中制冷剂、灭菌剂、气体消耗剂等应用的替代产品。氟制冷剂在工业中用于冷冻冷却、干燥和液冷等用途；制冷剂在真空中以高压状态工作；氟制冷剂是由具有特殊结构的氟利昂和由氯或溴等物质构成的溴化氢为原料，加入到低温水溶液中得到的气体；其使用压力为1.05~1.75 MPa。氟和氯还可在空气中被氧化产生氯氟烃，然后通过氢氟烃制取氯氟烷。因此，除了用于制冷剂，氟制冷剂还可以用来取代对环境有危害或有危险的 HCFCs如 HFCs。在冷冻、脱水和干燥中其主要应用于食品、医药、农药、化肥。

转载，供参考：列管式换热器的设计和选用（1） 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题

◎ 冷、热流体流动通道的选择

　具体选择冷、热流体流动通道的选择

在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则：

a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。

b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。

c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。

d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。

e) 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。

f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。

g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。

以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。

◎ 流速的选择

　常用流速范围流速的选择

流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。

表4.7.1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体

宜结垢液体

气 体0.5～0.3

>1

5～300.2～1.5

>0.5

3～15

表4.7.2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度 最大流速 m/s>1500

1000～500

500～100

100～53

35～1

>10.6

0.75

1.1

1.5

1.8

2.4◎ 流动方式的选择

　流动方式选择流动方式的选择

除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。

当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。

◎ 换热管规格和排列的选择

　具体选择 换热管规格和排列的选择

换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有 ，φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2, 的耐酸不锈钢管。

按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。

管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。

图4.7.11 管子在管板上的排列

◎ 折流挡板

　折流挡板间距的具体选择折流挡板

安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。

对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。

　a.切除过少　b.切除适当 c.切除过多

图4.7.12　挡板切除对流动的影响

挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：

固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种

浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。（2）流体通过换热器时阻力的计算

换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P<105 (绝对压力)

0～105 (表压)

>105 (表压)0.1P

0.5P

>5×104 Pa◎ 管程阻力

　管程阻力可按一般摩擦阻力计算式求得。

　具体计算公式管程阻力损失

管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力 应是各程直管摩擦阻力 、每程回弯阻力 以及进出口阻力 三项之和。而 相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失 ：

　

　式中 　每程直管阻力 ；

每程回弯阻力 ；

Ft－结构校正系数，无因次，对于 的管子，Ft=1.4，对于 的管子Ft=1.5；

Ns－串联的壳程数，指串联的换热器数；

Np－管程数；

由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即

　 ∝

对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。

◎ 壳程阻力

　对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。

　埃索法计算公式壳程阻力损失

对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：

　

　式中 -壳程总阻力损失， ；

-流过管束的阻力损失， ；

-流过折流板缺口的阻力损失， ；

Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；

Ns-壳程数；

　又管束阻力损失 　

折流板缺口阻力损失

　式中 -折流板数目；

　 -横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束， ；对于正方形排列的管束， ， 为每一壳程的管子总数；

　B-折流板间距，m；

　D-壳程直径，m；

　 -按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s；

　F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；

　 -壳程流体摩擦系数，根据 ，由图4.7.13求出（图中t为管子中心距），当 亦可由下式求出：

因 ， 正比于 ，由式4.7.4可知，管束阻力损失 ，基本上正比于 ，即

∝

若挡板间距减小一半， 剧增8倍，而表面传热系数 只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。

图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用(续)　（3）列管式换热器的设计和选用的计算步骤

设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力 。根据传热速率基本方程：

当Q和 已知时，要求取传热面积A必须知K和 则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。

◎ 初选换热器的规格尺寸

◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数 大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。

◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。

◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 ◎ 计算管、壳程阻力

在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。

◎ 核算总传热系数

分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。

◎ 计算传热面积并求裕度

根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为：

换热器的传热强化途径如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。

依总传热速率方程：

强化方法：提高 K、A、 均可强化传热。

◎提高传热系数K

热阻主要集中于 较小的一侧，提高 小的一侧有效。

◆ 降低污垢热阻

◆ 提高表面传热系数

　 提高 的方法：

无相变化传热：

　1） 加大流速；

　2）人工粗造表面；

　3）扰流元件。 有相变化传热：

蒸汽冷凝 ：

　1）滴状冷凝，

　2）不凝气体排放，

　3）气液流向一致 ，

　4）合理布置冷凝面，

　5）利用表面张力 （沟槽 ，金属丝）液体沸腾：

　1）保持核状沸腾，

　2） 制造人工表面，增加汽化核心数。

◎ 提高传热推动力

　加热蒸汽P ，

◎ 改变传热面积A

关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。